蒸餾塔的物料衡算可以用kg嗎

㈠ 木薯生產乙醇的工藝

年長1萬噸無水乙醇的生產工藝及設備方案【摘要】【關鍵詞】燃料乙醇 生產工藝 物料衡算 設備選型【正文】1、前言 無水乙醇是一種應用很廣泛的有機溶劑，是一種可再生的生物能源。其中燃料乙醇被認為是替代和節約汽油的最佳原料之一，能和汽油以一定的比例混配成一種車用原料。乙醇的生產有化學合成法和生物發酵法，隨著全球石油的縮減，化學合成已受限制，生物發酵生產乙醇受各方推崇和應用。生物發酵法是利用澱粉質原料或糖質原料，在微生物作用下生成乙醇的方法。澱粉質原料生產乙醇過程包括：原料粉碎、蒸煮糖化、酒母制備、發酵及蒸餾精製等工序。2、燃料乙醇2.1乙醇性質 酒精是一種無色透明、易揮發，易燃燒，不導電的液體。有酒的氣味和刺激的辛辣滋味，微甘。學名是乙醇， 分子式C2H6O，（酒精燃燒C2H5OH＋3O2=2CO2↑＋3H2O）因為它的化學分子式中含有羥基，所以叫做乙醇，比重0.7893(20／4°)。 乙醇的分子量：46
外觀與性狀： 無色液體，有酒香。
燃點：75℃ 熔點：-114.1℃ 沸點（一標准大氣壓下）： 78.3 ℃
相對密度(水=1)： 0.79 相對蒸氣密度(空氣=1)： 1.59 飽和蒸氣壓(kPa)： 5.33(19℃)
燃燒熱(kJ/mol)： 1365.5
臨界溫度(℃)： 243.1 臨界壓力(MPa)： 6.38
辛醇/水分配系數的對數值： 0.32 閃點(℃)： 12
引燃溫度(℃)： 363
爆炸上限%(V/V)： 19.0 爆炸下限%(V/V)： 3.3 2.2類別和主產品 工業乙醇（該方案的產品是燃料乙醇）工業酒精含乙醇96%以上，還含少量甲醇和其他物質。 甲醇是有害的。它可以揮發，對呼吸系統有害。有人用工業酒精（含甲醇的乙醇）做酒，飲用後可導致失明。 食用乙醇：食用酒精使用糧食和酵母菌在發酵罐里經過發酵後，經過過濾、精餾來得到的產品，通常為乙醇的水溶液，或者說是水和乙醇的互溶體，食用酒精里不含有對人體有毒的苯類和甲醇。 葯用乙醇：乙醇含量在75％左右無水乙醇：無水乙醇的酒精含量極高，分為化學純和分析純，化學純的含量大於等於99.5%，分析純的含量在99.9%以上。 燃料乙醇是指未加變性劑的、可作為燃料用的無水乙醇。燃料乙醇可緩解能源緊張，減少環境污染，促進農業發展。3、生產工藝3.1總流程 雙酶糖化間歇（或連續）發教酒精流程示意圖a-澱粉酶 糖化酶 ↓ ↓薯干→粉碎機→調漿罐→連續蒸煮器→蒸煮醪→糖化鍋 廢槽 ↖ ↓酒精←分子篩脫水 ← 蒸餾←成熟發酵醪←發酵醪←糖化醪雜醇油 ↙ ↙ ↓ ↙ ↓ 酵母種→斜面試管→搖瓶培養→小酒母罐→大酒母罐 ↑ ↗ ↓ 空氣→空壓機→過濾器→無菌空氣 酒母醪3．2原料及原料預處理3.2.1原料 薯干：含澱粉68％，水分13％，直接從市場購買。水：包括粉料液化糖化用水、發酵用水、蒸餾車間用水和清洗用水等，都利用城市自來水或是自來水經過一系列滅菌消毒的無菌水。澱粉酶和糖化酶：a-澱粉酶用量為8u/g原料，糖化酶用量為100u/g原料，酒母糖化醪用糖化酶量200u/g原料。硫酸和硫酸銨等：硫酸銨用量8kg/t（酒精），硫酸用量（調pH用）5.5kg/t（酒精）。乙醇酵母：發酵用的菌種，將糖化醪發酵產生乙醇、CO2和其他副產物。3.2.2原料預處理 薯干預處理示意圖原料薯干→篩選→浮選→磁選→破碎→制漿→液化（糊化） ↓ ↓ ↘ ↓纖維、泥沙 石塊、磚塊 鐵雜 糖化 ← 冷卻 ↑ 糖化酶3.2.2.1原料除雜和粉碎（1）澱粉質原料在收集時，會混進沙土、雜物，甚至金屬夾雜物等。一般採用先振動篩篩選，再磁力除鐵器磁選以除去雜質。（2）澱粉質原料中澱粉顆粒常以顆粒狀態儲存於細胞中，不宜被直接利用。粉碎後有利於增加原料表面積，加快吸水速度，縮短水熱處理時間；有利於澱粉酶的作用，提高澱粉的轉化率，同時有利於原料在生產過程中的輸送。粉碎方法有乾式粉碎和濕式粉碎，此次採用濕式粉碎進行生產（3）由粉塵損失造成的澱粉損失率約為0.40％。3.2.2.2水熱處理（液化）和連續蒸煮糖化（1）澱粉的液化：是利用澱粉液化酶使糊化的澱粉黏度降低，並水解成糊精和低聚糖的過程。 使用耐高溫的a-澱粉酶，採用95℃的處理溫度，使用普通a-澱粉酶，採用85℃處理溫度。現採用低壓噴射液化器來完成澱粉的液化。調漿溫度為50℃，噴射液化器使粉漿迅速升溫至105 ℃，進入維持管保溫液化5~8min，真空閃急蒸發冷卻至95 ℃進入液化罐反應約60min後，進真空冷卻器冷卻至63 ℃後糖化30min。低壓噴射液化處理工藝 粉料→加水制漿→噴射液化→保溫液化→冷卻糖化 ↑ ↑ a-澱粉酶 蒸汽 （2）澱粉的糖化：是利用糖化酶將澱粉液化的產物進一步水解成葡萄糖的的過程，並為發酵提供含糖適量並保持一定酶活力的無菌或極少雜菌的醪液。 糖化溫度一般根據糖化酶的最適作用溫度進行控制，即58~60℃為宜，糖化酶作用的最適pH為4.2~5.0。醪液的pH太高或太低都將破壞酶的活力，不利於糖化。 糖化酶用量一般為每克澱粉使用80~150U，視原料品種、糖化方式等定量。 糖化時間不宜過長，一般在15~25min的范圍，也可以根據糖化醪進行調控，即以產生25％~35％的還原糖的時間為宜。蒸煮糖化中由於澱粉殘留及糖分破壞造成的澱粉損失約為0.40％。3.2.2.3乙醇酵母的培養 麥芽汁 麥芽汁 麥芽汁 糖化醪瓊脂 →↓ ↓ ↓ ↓酵母→斜面試管→液體試管→三角瓶培養→卡氏罐培養→小酒母罐培養→大酒母罐培養→發酵罐 ↖ ↗ 糖化醪 乙醇酵母的培養（酒母1：10擴大培養）（1）原菌種斜面培養：麥芽汁瓊脂，25~30℃培養3~5天（冰箱4℃保存備用）。（2）液體試管：10°Bx麥芽汁，滅菌冷卻至25~30℃，無菌接種置25~30℃培養20h。（3）三角瓶培養：1/3麥芽汁和2/3糖化醪， 25~30℃培養12~14h，pH4~6（4）卡式罐培養：糖化醪，25~30℃培養12~14h，pH4~6（5）小酒母罐、大酒母罐培養：糖化醪，25~30℃培養12~14h，pH4~63.3乙醇發酵 ——菌種：乙醇酵母； 培養基：薯干糖化醪→發酵醪； pH:4.2~4.5;（1）前發酵期：醪液中酵母密度小，酵母進行適應，發酵作用不強。實際生產時，酒母量在10％左右，前發酵期時間為6~8h，連續發酵時，前發酵期基本不存在。（2）主發酵期：酵母不再大量繁殖，而主要進行乙醇發酵，發酵作用強烈，糖分消耗迅速，乙醇逐漸增加。主發酵溫度控制在30~34℃ 不得高於34~35℃，發酵時間一般為12~15小時。（3）後發酵期：醪液中的糖分已大部分被發酵，但醪液中殘存的糊精等多糖成分繼續被轉化為可發酵性糖，酵母把它轉化為乙醇。後糖化作用速度比糖發酵速度要慢得多，乙醇和CO2生產量減少，表觀看來氣泡不斷產生，但醪液不再翻動。後發酵期一般需40小時左右才能完成，保持醪液溫度在30℃±1℃ 。（4）發酵過程中的澱粉損失率：發酵殘糖——1.3％巴斯德效應——4.0％酒氣自然蒸發與被CO2帶走——0.30％ （若有酒精捕捉器，損失為0.30％）3.4分離純化和蒸餾精製分離純化工藝流程圖發酵罐→泵→醪塔→濃縮塔→粗酒精→分子篩塔A、B→冷凝↖ ↗ ↑ ↓蒸汽 蒸汽 無水乙醇過程中的澱粉損失率：（1）廢槽帶走等——1.60％
（2）脫水損失——1.0％3.5副產品利用和廢水廢渣處理酒精槽→固液分離→濾液→處理→澄清液→回用及生物處理 ↓ ↓ 濾渣→飼料 ← 泥漿4、物料衡算（1）生產方法：雙酶糖化、間歇發酵、塔蒸餾。（2）生產天數：每年300d。 （3）燃料酒精日產量：344t。（4）燃料酒精年產量：100200t。（5）產品質量：國際燃料酒精，乙醇含量99.5％以上（體積分數）（6）主原料：薯干原料含澱粉68％，水分13％。（7）酶用量：a-澱粉酶用量為8u/g原料，糖化酶用量為100u/g原料，酒母糖化醪用糖化酶量200u/g原料。（8）硫酸銨用量8kg/t（酒精），硫酸用量（調pH用）5.5kg/t（酒精）。一 、原料計算①糖化：（C6H12O5）n + nH2O → n C6H12O6 （1-1） 162 18 180發酵：C6H12O6 → 2 C2H5OH + 2CO2 （1-2） 180 46×2 44×2②生產1000kg燃料酒精的理論澱粉消耗量由（1-1）和（1-2）求得：1000×99.18％×162÷92＝1746.5（kg）燃料酒精體積分數99.5％換算成質量分數為99.18％。③生產1000kg燃料酒精的實際澱粉消耗量 表（3-1） 生產過程各階段澱粉損失率生產過程損失原因澱粉損失率％備注原料處理粉塵損失0.40蒸煮糖化澱粉殘留及糖分壞0.40發酵發酵殘糖1.3發酵巴斯德效應4.0發酵酒氣自然蒸發與被CO2帶走0.30加酒精捕集器0.30％蒸餾廢槽帶走等1.60脫水脫水損失1．0總計損失9.01746.5÷（100％－9.0％）=1919.2（kg）④生產1000kg燃料酒精的薯干原料消耗量薯干原料含澱粉68％，水分13％1919.2÷68％=2822.4（kg）⑤a-澱粉酶消耗量應用酶活力為20000u/g的a-澱粉酶液化酶用量：2822.4×1000×8÷20000=1.29（kg）⑥糖化酶耗量糖化酶活力為100000u/g。使用量為100u/g原料2822.4×1000×100÷100000=2.82（kg）此外，酒母糖化酶用量按200u/g（原料）計，且酒母用量為10%2822.4×10%×70%×200÷100000=0.395（kg）式中70%為酒母的糖化液佔70%。其餘為稀釋水與糖化劑。兩項合計，糖化酶用量為3.215kg。⑦硫酸銨耗用量作為補充氮源，其用量為酒母用量的0.1%。二、蒸煮醪量的計算澱粉原料連續蒸煮的粉料加水為1:2，故粉漿量為：2822.4×（1＋2）=8467.2（kg）經噴射液化連續蒸煮,最終蒸煮醪液量為8597.4kg。三、糖化醪與發酵醪量的計算設發酵結束後成熟醪量含酒精10%(體積分數)，相當於8.01%（質量分數）。並設蒸餾效率為98.4%，而且發酵罐酒精捕集器回收酒精洗水和洗罐用水分別為成熟醪液的5%和1%，則生產1000kg99.18%（質量分數）酒精成品計算如下：① 需蒸餾的成熟發酵醪量為：F=1000×99.18%÷98.4%÷8.01%×（100+5+1）÷100=13338.4(kg)② 若不計酒精捕集器和洗罐用水，則成熟發酵醪量為：13338.4÷106%=12583.4（kg）③ 入蒸餾塔的成熟醪乙醇濃度為：1000÷98.4%÷13338.4=7.62%（質量分數）④ 相應發酵過程放出CO2總量為991.8÷98.4%×44÷46=964.1（kg）⑤接種量按10%計，則酒母醪量為m：（2583.4+964.1）÷【（100+10）÷100】×10%=1231.6（kg）⑥酒母醪的70%是糖化醪，其餘為糖化劑和稀釋水，則糖化醪量為：（2583.4+964.1）÷【（100+10）÷100】+1231.6×70%=13178.0（kg）四、10000t/a薯干原料酒精廠總物料衡算① 酒精成品日產燃料酒精量為：10000÷300=33.3（t），取整數位34t/d實際年燃料酒精總產量為：34×300=10020（t/a）② 主要原料薯干用量日耗量為：2822.4×34=95961.6（kg/d）年耗量為：95961.6×300=2.879×106（kg）=282885（t/a）表（4-1） 10000t/a薯干原料酒精廠物料衡算表物料﹨數量生產1000kg燃料酒精物料量/kg每天數量/t每年數量/t燃料酒精10003410020薯干原料2822.495.961628788.48a-澱粉酶1.1290.0383911.5158糖化酶3.2150.1093132.793硫酸銨1.2320.0418912.5664硫酸5.50.18756.1蒸煮粉漿8467.2287.88586365.44成熟蒸煮醪8597.4292.31287693.48糖化醪13178448.052134415.6酒母醪1231.641.874412562.32蒸餾發酵醪13338453.506136051.7二氧化碳964.132.77949833.82廢醪13550460.697138209

㈡ 苯-甲苯混合物分離精餾塔設計

第一章 概 述 1.1精餾塔的簡單介紹 精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據操作方式又可分為連續精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為迴流液返回塔頂進入精餾塔中，其餘的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發後，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。
1.2本設計的目的和意義 通過本次課程設計，培養學生多方位、綜合地分析考察工程問題並獨立解決工程實際問題的能力。主要體現在以下幾個方面：
（1）資料、文獻、數據的查閱、收集、整理和分析能力。要科學、合理、有創新地完成一項工程設計，往往需要各種數據和相關資料。因此，資料、文獻和數據的查找、收集是工程設計必不可少的基礎工作。
（2）工程的設計計算能力和綜合評價的能力。為了使設計合理要進行大量的工藝計算和設備設計計算。本設計包括塔板結構和附屬設備的結構計算。
（3）工程設計表達能力。工程設計完成後，往往要交付他人實施或與他人交流，因此，在工程設計和完成過程中，都必須將設計理念、理想、設計過程和結果用文字、圖紙和表格的形式表達出來。只有完整、流暢、正確地表達出來的工程設計的內容，才可能被他人理解、接受，順利付諸實施。
通過本設計不僅可以進一步鞏固學生所學的相關啊知識，提高學生學以致用的綜合能力，尤其對精餾、流體力學等課程更加熟悉，同時還可以培養學生尊重科學、注重實踐和學習嚴禁、作風踏實的品格。

第二章 設計計算 2.1確定設計方案 本設計任務是分離苯-甲苯混合物。對於二元混合物的分離，應採用連續精餾流程。設計中採用中間泡點進料，將苯和甲苯混合液經原料預熱器加熱至泡點後送入精餾塔。塔頂上升蒸汽採用全凝器冷凝後，一部分作為迴流，其餘為塔頂產品，經冷卻器冷卻後送至貯槽。該物系屬易分離物系，最小迴流比較小，故操作迴流比取最小迴流比的2倍。塔釜採用間接蒸汽加熱，塔底產品冷卻後送至儲罐。
2.2精餾塔的物料衡算 1.原料及塔頂、塔底產品的摩爾分率
苯的摩爾質量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩爾質量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量
MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol
MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol
MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol
3.物料衡算
原料處理量 F= =131.41 kmol/h
總物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
聯立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板數的確定 常壓下苯-甲苯的氣液平衡與溫度關系
溫度t
110.6
106.1
102.2
98.6
95.2
92.1
89.4
86.8
84.4
82.3
81.2
80.2
x（摩爾分數）

y

0

0
0.088

0.212
0.2

0.37
0.3

0.5
0.397

0.618
0.489

0.71
0.592

0.789
0.7

0.853
0.803

0.914
0.903

0.957
0.95

0.979
1.0

1.0
1.理論塔板數NT的求取
苯-甲苯屬理想物系，可採用圖解法求理論塔板數。
①由上表查得苯-甲苯物系的氣液平衡數據，繪出下面x-y圖

②求最小迴流比及操作迴流比。
採用作圖法求最小迴流比。在上圖中對角線上，子點e（0.542，0.542）做垂線ef即為進料線（q線），該線於平衡線的交點坐標為
yq=0.756 xq=0.542
故最小迴流比為
Rmin=1.103
取操作迴流比為
R=2Rmin=2.206
③求精餾塔氣、液相負荷
L=RD=156.47 kmol/h
V=(R+1)D=234.47 kmol/h
L′=L+F=289.94 kmol/h
V′=V=234.47 kmol/h
④求操作線方程
精餾段操作線方程為
y= x+ XD=0.667x+0.301
提餾段操作線方程為
y′= 』- Xw =1.237x』-0.003
5圖解法求理論塔板層數
採用圖解法求理論踏板層數，如上圖所示。求解結果為
總理論塔板層數 NT=12.5
進料板位置 NF=6
2.實際塔板層數的求取
精餾段實際塔板層數 N精=6/0.56≈11
提留段實際塔板層數 N提=6.5/0.56≈12

2.4精餾塔工藝條件的計算 1.操作壓力計算
塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每層塔板壓降 ΔP=0.7 kPa
進料板壓力 PF=112.3 kPa
精餾段平均壓力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩爾質量計算
塔頂平均摩爾質量計算
由xD=y1=0.992，查平衡曲線，得
x1=0.956
MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol
MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol
進料板平均摩爾質量計算
由圖解理論板，得
yF=0.720
查平衡曲線，得
xF=0.497
MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol
MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol
精餾段平均摩爾質量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度計算
(1)氣相平均密度計算
由理想氣體狀態方程計算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的計算
液相平均密度計算依下式計算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔頂液相平均密度的計算
由tD=82.1℃，查手冊得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
進料板的平均密度計算
由tF=99.5℃，查手冊得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
進料板液相的質量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精餾段液相平均密度為
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精餾塔塔體工藝尺寸計算 1.塔徑的計算
精餾段的氣、液相體積流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413

取板間距HT=0.40 m，板上液層高度hL=0.06 m,則
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查資料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系數為0.7，則空塔氣速為
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按標准塔徑圓整後為 D=1.5 m
塔截面積為
AT=2.16 ㎡
實際空塔氣速為
u=0.839 m/s
2.精餾塔的有效高度計算
精餾段有效高度為
Z精=（N精—1）HT=4 m
提餾段有效高度為
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在進料板上開一人孔，其高度為0.8 m
故精餾塔的有效高度為
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工藝尺寸的計算 1.溢流裝置的計算
因塔徑D= 1.5m，可選用單溢流弓形降液管，採用凹形受液盤。各項計算如下：
(1)堰長lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
選取平直堰，堰上液層高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液層高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
驗算液體在降液管中停留的時間
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管設計合理。
2.7篩板流體力學的驗算 1.液面落差
對於篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影響。
2.液沫夾帶
液沫夾帶量eV計算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本設計中液沫夾帶量eV在允許范圍內。
3.漏液
對篩板塔，漏液點氣速u0，min計算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
實際孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
穩定系數為
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本設計中無明顯漏液。

第三章 設計結果匯總

序號 項目 數值
1 平均溫度 ,℃ 90.8
2 平均壓力Pm，kPa 108.8
3 氣相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 實際塔板數 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔徑，m 1.0
8 板間距，m 0.4
9 溢流形式 單溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰長，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上層液高度，m 0.06
14 堰上層液高度，m 0.009
15 空塔氣速，m/s 1.111
16 液沫夾帶eV，(kg液/kg氣) 0.042
17 穩定系數 2.69
18 篩孔直徑,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 篩孔直徑,m 0.005

㈢ 應用化學開題報告

應用化學開題報告

論文題目：苯-氯苯分離過程連續精餾塔的工藝設計

一 文獻綜述與調研報告 ：(闡述課題研究的現狀及發展趨勢，本課題研究的意義和價值、參考文獻)

1. 課題的背景

設計是工程建設的靈魂，對工程建設起著主導和決定性的作用，決定著工業現代化的水平。工程設計是科研成果轉化為現實生產力的橋梁和紐帶，工業科研成果只有通過設計，才能轉化為現實的工業化生產力。化工設計是一項政策性很強的工作，它涉及政治、經濟、技術、環保、法規等諸多方面，而且還會涉及多專業及多學科的交叉、綜合和相互協調，是集體性的勞動。先進的設計思想、科學的設計方法和優秀的設計作品是工程設計人員應堅持的設計方向和追求的目標。在化工設計中，化工單元設備的設計是整個化工過程和裝置設計的核心和基礎，並貫穿於設計過程的始終，因此作為化工類的本科生，熟練掌握化工單元設備的設計方法是十分重要的。

精餾是分離液體混合物(含可液化的氣體混合物)最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅動下(有時加質量劑)，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發度的不同，使易揮發組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。

本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現苯-氯苯的分離。鑒於設計任務的處理量不大，苯-氯苯體系比較易於分離，待處理料液清潔的特點，設計決定選用篩板塔。本課程設計的主要內容是過程的物料衡算、熱量衡算，工藝計算，結構設計和校核。限於作者的水平，設計中難免有不足和謬誤之處，懇請老師和讀者批評指正。

篩板塔是生產中最常用的板式塔之一。板式塔具有結構簡單，製造和維修方便，生產能力大，塔板壓降小，板效率較高等優點。其早在1832年問世，長期以來，一直被誤以為操作范圍狹窄，篩孔容易堵塞而收到冷遇。但是篩孔板結構結構簡單，造價低廉，在經濟上有很大的吸引力。因此，從20世紀50年代以來，許多研究者對篩孔板塔重新進行了研究。研究結果表明，造成篩板塔操作范圍狹窄的原因是設計不良(主要是設計點偏低、容易漏液)，而設計良好的篩板塔是具有足夠寬的操作范圍的。至於篩孔容易堵塞的問題，可採用大孔徑篩板一得到圓滿的解決。

20世紀60年代初，美國精餾研究公司(FRI)又以工業的規模，使用不同物系，在不同操作壓強下，廣泛地改變了篩孔直徑、開孔率、堰高等結構參數，對篩板塔進行了系統研究。這些研究成果，使篩板塔的設計更加完美善，其中關於大孔徑篩板的設計方法屬於專利。國內對大孔徑篩板也做過某些研究。

FRI研究工作表明，設計良好的篩板是一種效率高、生產能力大的塔板，對篩板的推廣應用起了很大的促進作用，目前，篩板已發展成為應用最廣的通用塔板。在我國，篩板的應用也日益普通。

可以說，篩板精餾塔是一種傳統的精餾塔。早期由於設計方面的原因，曾一度被工業生產所忽視。但由於計算技術的發展，設計水平的提高，篩板塔越來越受到廠家的關注和使用，其優點是設備簡單，操作簡便，維修方便，製造成本低。

2. 課題研究的現狀及發展趨勢

氣-液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可採用板式塔，也可採用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣-液傳質設備，其種類繁多，根據塔板上氣-液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其後，特別是在本世紀五十年代以後，隨著石油、化學工業生產的迅速發展，相繼出現了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為篩板塔、浮閥塔及泡罩塔，而前者使用尤為廣泛。

篩板塔是板式塔的一種，其設計意圖是一方面使汽液兩相在塔板上充分接觸，以減小傳質阻力，另一方面是在總體上使兩相保持逆流流動，而在塔板上使兩相呈均勻的錯流接觸，以獲得更大的傳質推動力。其內裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩;並裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進入，經溢流管(一部分經篩孔)逐板下降，並在板上積存液層。氣體(或蒸氣)由塔底進入，經篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，並相互作用。泡沫式接觸氣液傳質過程的一種形式，性能優於泡罩塔。為克服篩板安裝水平要求過高的困難，發展了環流篩板;克服篩板在低負荷下出現漏液現象，設計了板下帶盤的篩板;減輕篩板上霧沫夾帶縮短板間距，製造出板上帶擋的的篩板和突孔式篩板和用斜的增泡台代替進口堰，塔板上開設氣體導向縫的林德篩板。篩板塔普遍用作H2S-H2O雙溫交換過程的冷、熱塔，應用於蒸餾、吸收和除塵等。

篩板塔是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有：

(1) 結構比浮閥塔更簡單，易於加工，造價約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。

(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15%。

(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。

(4) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。

篩板塔的缺點是：

(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。

(2) 操作彈性較小(約2～3)。

(3)小孔篩板容易堵塞。

目前應用比較廣泛的是林德篩板，它由美國聯合碳化物公司的林德子公司開發 ,最早應用於要求低壓降的空分裝置的精餾塔 ,1963 年後開始應用於乙苯-苯乙烯等精餾裝置中。20 世紀70 年代有多家公司的120餘台減壓蒸餾塔採用了林德篩板,其中超過5.0 m 塔徑的就有45 台,最大的塔徑為11.5 m。林德篩板在普通篩板上有2 點重要改進:一是在降液管液體出口處將塔板向上凸起,二是在塔板上增設了百葉窗導向孔(國內稱之為導向篩板)。這種改進增大了有效鼓泡麵積,使塔板操作由鼓泡型變為噴射型,在降低液面梯度的同時使氣體分布均勻,從而使干板壓降減小、霧沫夾帶減少、傳質效率提高。目前,國內已有10餘套裝置使用了中運行林德篩板。

精餾是應用最廣的傳質分離操作，其廣泛應用促使其技術已相當成熟，但是技術的成熟並不意味著今後不再需要發展而停滯不前。成熟技術的發展往往要花費更大的精力，但由於其應用的廣泛，每一個進步，哪怕是微小的，也會帶來巨大的經濟效益。正因為如此，蒸餾的研究仍受到廣泛的重視，不斷取得進展。

提高精餾過程的熱力學效率、節省能耗是一貫受到重視的研究領域，分離序列的合成，在用熱集成概念和夾點分析方法開發節能的分離過程和優化換熱網路，在具體分離過程中合理地應用熱泵、多效精餾、中間再沸器和中間冷凝器等實現節能，一直是得到廣泛重視的活躍的研究領域。

對於普通精餾難以(或不能)分離的物料，開發萃取精餾和恆沸精餾的分離工藝，將精餾與反應結合開發反應精餾也是個值得重視的研究領域，這對於拓寬精餾的應用范圍，提高經濟效益有較大意義。

隨著精細化工的發展，間歇精餾應用也更加廣泛，其研究也得到了應有的重視。開發各種新的操作模式，對於節省能耗和縮短操作時間有明顯的效果。塔中持液量的間歇精餾膜模擬計算研究有一定進展，對於設計和指導操作有較大意義。

為開發更可靠的效率和壓降等的模型，當前應強調實測數據，尤其是工業規模的測試數據，這是建立和驗證模型的基礎。六七十年代，美國精餾研究公司等進行了一系列工業規模試驗，取得了十分有價值的實測數據，為各種模型的建立和現象認識的深化奠定了重要基礎。

精餾的研究工作一直十分活躍，而且不斷取得成果。在各種新分離方法得到不斷開發和取得工業應用之際，在石油、天然氣、石油化工、醫葯和農產品化學等工業中所起的重要作用不會改變，作為主要分離方法的地位不會動搖。正如費爾在1987年國際精餾會議上指出的：「如果混合物可以應用精餾分離，那麼經濟上可能有吸引力的方法是精餾。」隨著科學技術和工業生產水平的提高，精餾的應用天地十分廣闊，重要的通過不斷努力，使其技術水平得到進一步提高，使其日趨完善。

3 課題研究的意義和價值

本設計採用連續精餾分離苯-氯苯二元混合物的方法。連續精餾塔在常壓下操作，被分離的苯-氯苯二元混合物由連續精餾塔中部進入塔內，以一定得迴流比由連續精餾塔的塔頂采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯，其中氯苯純度不低於99.5%。

高徑比很大的設備稱為塔器。塔設備是化工、煉油生產中最重要的設備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。常見的可在塔設備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業氣體的冷卻與回收，氣體的濕法凈制和乾燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。

在化工或煉油廠中，塔設備的性能對於整個裝置的產品產量、質量、生產能力和消耗定額，以及三廢處理和環境保護等各個方面都有重大的影響。據有關資料報道，塔設備的投資費用占整個工藝設備投資費用的較大比例。因此，塔設備的設計和研究，受到化工煉油等行業的`極大重視。

作為主要用於傳質過程的塔設備，首先必須使氣(汽)液兩相充分接觸，以獲得較高的傳質效率。此外，為了滿足工業生產的需要，塔設備還得考慮下列各項傳質效率。此外，為了滿足工業生產的需要，塔設備還得考慮下列各項要求：

(1)生產能力大。在較大的氣(汽)液流速下，仍不致發生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞正常操作的現象。

(2)操作穩定、彈性大。當塔設備的氣(汽)液負荷量有較大的波動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩定的操作。並且塔設備應保證能長期連續操作。

(3)流體流動的阻力小。即流體通過塔設備的壓力降小。這將大大節省生產中的動力消耗，以及降低經常操作費用。對於減壓蒸餾操作，較大的壓力降還使系統無法維持必要的真空度。

(4)結構簡單、材料耗用量小、製造和安裝容易。這可以減少基建過程中的投資費用。

(5)耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節和檢修。

事實上，對於現有的任何一種塔型，都不可能完全滿足上述所有要求，僅是在某些方面具有獨到之處。

根據設計任務書，此設計的塔型為篩板塔。篩板塔是很早出現的一種板式塔。五十年代起對篩板塔進行了大量工業規模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，並形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優點：生產能力大20-40%，塔板效率高10-15%，壓力降低30-50%，而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝、維修都較容易。從而一反長期的冷落狀況，獲得了廣泛應用。近年來對篩板塔盤的研究還在發展，出現了大孔徑篩板(孔徑可達20-25mm)，導向篩板等多種形式。

篩板塔盤上分為篩孔區、無孔區、溢流堰及降液管等幾部分。工業塔常用的篩孔孔徑為3-8mm，按正三角形排列，空間距與孔徑的比為2.5-5。近年來有大孔徑(10-25mm)篩板的，它具有製造容易，不易堵塞等優點，只是漏夜點低，操作彈性小。

該課題使理論教學與實際應用相結合，有助於提高處理實際問題的能力。通過對該課題的研究，可以加深對精餾過程基本原理的理解，熟練篩板精餾塔的工藝設計方法，培養設計能力。

該過程構造簡單，造價低廉，具有足夠操作彈性，且具有較強的工程使用價值。該過程的推廣和普及，將加速我國工業生產過程節能技術的進步，帶動一大批的相關技術和產業的發展。

參考文獻：

[1] 蔣維鈞,雷良恆,劉茂林.化工原理(下冊) [M].北京:清華大學出版社,1993,264-340

[2] 陳敏恆,從德滋,方圖南,齊鳴齋.化工原理(下冊)[M].北京:化學工業出版社,2006,49-104

[3] 柴誠敬等。化工原理課程設計[M].天津:天津科學技術出版社,1994,75-109

[4] 吳俊生,邵惠鶴.精餾設計、操作和控制[M].北京:中國石化出版社,1997,3-4

[5] 史賢林,田恆水,張平.化工原理實驗[M].上海:華東理工大學出版社,2005,121-122

[6] 劉興高.精餾過程的建模、優化與控制[M].北京：科學出版社，2007，1-2

[7] 林愛嬌，王良恩，邱挺，黃詩煌，李南芳，鄧友娥. 甲醛吸收塔填料層高度的計算[M]. 福州：福州大學學報(自然科學版)1996年2月，第24卷第1期

[8]董誼仁，張劍慈.填料塔液體再分布器的設計[M].化工生產與技術，1998年第3期

[9] 張前程, 簡麗.填料吸收塔中適宜液氣比的確定[M]. 內蒙古工業大學學報，第20卷，第1期

[10] 李忠玉，徐松. 吸收塔填料層高度的解析計算[M].化工設計，1998 年第 5 期

[11] 董誼仁，侯章德.現代填料塔技術(三)填料塔氣體再分布器和其他塔內件[M].化工生產與技術，1996年第四期

[12] Torbjgrn Pettersen，http://www.51lunwen.com/benkekaiti/ Andrew Argo，Richard D. Noble, Carl A. Koval，Design of combined membrane and distillation processes[M]. Separations Technology 6 (1996) 175-187